CN106062140A - 用两个产物分馏塔加氢操作的方法和装置 - Google Patents

用两个产物分馏塔加氢操作的方法和装置 Download PDF

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Abstract

公开了利用热汽提塔和冷汽提塔从加氢操作单元中回收加氢操作流出物的方法和装置。轻分馏塔将石脑油与主要来自冷汽提料流的煤油分馏。重分馏塔将柴油与主要存在于热汽提料流中的未转化油分馏。只有热加氢操作流出物在进入重分馏塔之前在火焰加热器中加热，从而显著节省运营和资本支出。

Description

用两个产物分馏塔加氢操作的方法和装置
在先国家申请的优先权声明
本申请要求2014年2月26日提交的美国申请No.14/191,188的优先权。
发明领域
本发明的领域是加氢操作过的烃流的回收。
发明背景
加氢操作(hydroprocessing)包括在加氢操作催化剂和氢气存在下将烃转化成更有价值的产物的工艺。
加氢裂化(hydrocracking)是一种加氢操作工艺，其中烃在氢气和加氢裂化催化剂存在下裂化成较低分子量的烃。根据所需输出，加氢裂化单元可含有一个或多个相同或不同催化剂的床。淤浆加氢裂化(slurry hydrocracking)是用于将渣油进料裂化成瓦斯油和燃料的淤浆催化工艺(slurried catalytic process)。
由于环境意识和新颁布的规章制度，适售燃料必须符合越来越低的污染物(如硫和氮)限额。新规章要求从柴油中基本完全除去硫。例如，超低硫柴油(ULSD)要求通常低于10wppm硫。
加氢处理(hydrotreating)是用于从烃流中除去杂原子，如硫和氮以满足燃料规格并使烯烃化合物饱和的一种加氢操作工艺。加氢处理可以在高压或低压下进行，但通常在比加氢裂化低的压力下运行。
加氢操作回收单元通常包括用汽提介质，如蒸汽汽提加氢操作流出物以除去不想要的硫化氢的汽提塔。汽提流出物随后在火焰加热器中加热到分馏温度，然后进入产物分馏塔以回收产物，如石脑油、煤油和柴油。
由于剧烈的工艺条件，如所用的高温、高压，加氢操作，特别是加氢裂化是非常能量密集的。随时间经过，尽管已非常努力地改进加氢裂化的能量性能，但焦点集中在通过有效热交换网络设计降低反应器段(reactorsection)加热器负荷。但是，需要大的加热器负荷以在进入产物分馏塔之前加热汽提流出物以将柴油与未转化油分离。
新颁发的规章制度限定商业柴油的沸点范围。Euro IV和V柴油规格要求柴油产品具有在360℃的T95，意味着在将其加热到360℃时必须蒸发掉95体积％的柴油料流。为达到这一规格，传统产物分馏塔需要大的热输入、大量塔板和更大运营费用以实现分离。
因此，仍然需要从加氢操作流出物中回收燃料产物的改进的方法。这种方法必须更能量有效和更低资本密集度以满足炼油商的越来越高的需求。
发明概述
本发明的一个实施方案是一种加氢操作方法，其包括在加氢操作反应器中加氢操作烃进料以提供加氢操作流出物流；在热汽提塔中汽提热加氢操作流出物流以提供热汽提料流；在冷汽提塔中汽提冷加氢操作流出物流以提供冷汽提料流；在轻分馏塔中分馏所述冷汽提料流；和在重分馏塔中分馏所述热汽提料流。
本发明的另一实施方案是一种加氢操作装置，其包含加氢操作反应器；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提冷加氢操作流出物流的冷汽提塔；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提热加氢操作流出物流的热汽提塔；与所述冷汽提塔连通的轻分馏塔；和与所述热汽提塔连通的重分馏塔。
附图简述
附图是本发明的一个实施方案的简化工艺流程图。
定义
术语“连通”是指在列举的部件之间操作上允许材料流动。
术语“下游连通”是指流向下游连通的对象(subject)的至少一部分材料可操作上来自与其连通的物体(object)。
术语“上游连通”是指从上游连通的对象流出的至少一部分材料可操作上流向与其连通的物体。
术语“直接连通”是指来自上游部件的流在不由于物理分馏或化学转化而发生组成变化的情况下进入下游部件。
术语“塔”是指用于分离具有不同挥发性的一种或多种组分的蒸馏塔。除非另行指明，各塔包括在塔顶的冷凝器以使一部分顶部料流冷凝并回流回塔顶，和在塔底的再沸器以将一部分底部料流汽化并送回塔底。可以预热塔的进料。顶部压力是在塔的蒸气出口的顶部蒸气压力。底部温度是液体底部出口温度。顶部线路和底部线路是指位于来自任何回流或再沸回该塔的位置的下游的来自该塔的净线路。汽提塔省略塔底的再沸器并取而代之由流化惰性介质如蒸汽提供加热需求和分离动力。
本文所用术语“真沸点”(TBP)是指一种用于测定材料沸点的试验方法，其符合ASTM D2892，用于生成可获得分析数据的标准化质量的液化气、馏出物馏分和渣油并通过质量和体积测定上述馏分的收率，由此在使用15个理论塔板的中以5:1回流率生成温度对馏出质量％的曲线图。
本文所用的术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86视情况分别有5体积％或95体积％的样品沸腾的温度。
本文所用的术语“柴油分馏点(cut point)”使用TBP蒸馏法为343℃(650°F)至399℃(750°F)。
本文所用的术语“柴油沸程”是指使用TBP蒸馏法在132℃(270°F)至柴油分馏点的范围内沸腾的烃。
本文所用的术语“柴油转化”是指进料转化成沸点等于或低于柴油沸程的柴油分馏点的材料。
本文所用的术语“分离器”是指具有入口和至少顶部蒸气出口和底部液体出口并且还可能具有来自储槽(boot)的水性料流出口的容器。闪蒸罐是一种类型的分离器，其可以与可在更高压力下运行的分离器下游连通。
本文所用的术语“主要”是指大于50％，合适地大于75％，优选大于90％。
详述
提出双产物分馏法和装置。第一分馏塔分馏来自冷汽提塔底部的较轻加氢操作流出物并在略高于大气压下运行以分离进料的煤油和石脑油部分并作为底部产物留下柴油和未转化油。第二分馏塔在真空下运行并分馏从热汽提塔底部进给的较重加氢操作流出物和可能来自第一分馏塔的底部液体。这种第二分馏塔将柴油与未转化油料流分离。由于在从热汽提塔到第二分馏塔的进料中可能存在一些轻质材料，可能必须将比柴油轻的材料再循环至第一分馏塔。
加氢操作烃的装置和方法10包含加氢操作单元12和产物回收单元14。将烃线路16中的烃流和氢气补充线路18中的补充氢气流供入加氢操作单元12。加氢操作流出物在产物回收单元14中分馏。
由来自线路18的补充氢气增补的氢气线路76中的氢气流可以与进料线路16中的烃进料流汇合以提供进料线路20中的加氢操作进料流。线路20中的加氢操作进料流可以通过热交换和在火焰加热器22中加热并供入加氢操作反应器24。
一方面，本文所述的方法和装置特别可用于加氢操作烃质原料。示例性的烃原料包括具有在288℃(550°F)以上沸腾的组分的烃质料流，如常压瓦斯油、在315℃(600°F)至600℃(1100°F)之间沸腾的减压瓦斯油(VGO)、脱沥青油、焦化器馏出物、直馏馏出物、热解衍生油、高沸点合成油、循环油、加氢裂化进料、催化裂化器馏出物、在343℃(650°F)或以上沸腾的常压渣油和在510℃(950°F)以上沸腾的减压渣油。
在加氢操作单元12中发生的加氢操作可以是加氢裂化或加氢处理。加氢裂化是指烃在氢气存在下裂化成较低分子量的烃的工艺。加氢裂化是加氢操作单元12中的优选工艺。因此，术语“加氢操作”在本文中包括术语“加氢裂化”。加氢裂化还包括淤浆加氢裂化，其中将渣油进料与催化剂和氢气混合以制造淤浆并裂化成较低沸点产物。
在加氢操作单元中发生的加氢操作也可以是加氢处理。加氢处理是使氢气在主要具有从烃原料中除去杂原子，如硫、氮和金属的活性的合适催化剂存在下与烃接触的工艺。在加氢处理中，可以使具有双键和三键的烃饱和。也可以使芳烃饱和。一些加氢处理工艺专门设计成使芳烃饱和。也可以降低加氢处理产物的浊点。加氢裂化反应器前可存在加氢处理反应器和分离器(未显示)以从加氢裂化反应器的进料中除去硫和氮污染物。
加氢操作反应器24可以是固定床反应器，其包含一个或多个容器、在各容器中的单个或多个催化剂床和在一个或多个容器中的加氢处理催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。可设想加氢操作反应器24在连续液相中运行，其中液体烃进料的体积大于氢气的体积。加氢操作反应器24也可以在传统连续气相、移动床或流化床加氢操作反应器中运行。
如果加氢操作反应器24作为加氢裂化反应器运行，其可提供将至少20体积％和通常大于60体积％的烃进料转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率。加氢裂化反应器可以在基于总转化计大于50体积％的部分转化或至少90体积％的完全转化下运行。加氢裂化反应器可以在提供将20至60体积％，优选20至50体积％的烃进料转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率的温和加氢裂化条件下运行。如果加氢操作反应器24作为加氢处理反应器运行，其可提供10至30体积％的单程转化率。
如果加氢操作反应器24是加氢裂化反应器，加氢裂化反应器24中的第一容器或床可包括用于烃进料的饱和、脱金属、脱硫或脱氮的加氢处理催化剂，其接着在加氢裂化反应器24中的后续容器或床中借助加氢裂化催化剂加氢裂化。如果该加氢裂化反应器是温和加氢裂化反应器，其可含有几个加氢处理催化剂床，接着数量较少的加氢裂化催化剂床。如果加氢操作反应器24是淤浆加氢裂化反应器，其可以在连续液相中以上升流模式运行并表现得不同于描绘固定床反应器的附图。如果加氢操作反应器24是加氢处理反应器，其可包含多于一个容器和多个加氢处理催化剂床。该加氢处理反应器也可含有适用于使芳烃饱和、加氢脱蜡和加氢异构化的加氢处理催化剂。
如果希望温和加氢裂化产生中间馏出物和汽油的平衡，加氢裂化催化剂可以使用与一种或多种第VIII族或第VIB族金属氢化组分结合的非晶二氧化硅-氧化铝基底或低级沸石基底。另一方面，当中间馏出物在转化产物中明显优于汽油生产时，可以在第一加氢裂化反应器24中用通常包含在其上沉积第VIII族金属氢化组分的任何结晶沸石裂化基底的催化剂进行部分或完全加氢裂化。与沸石基底结合的附加氢化组分可选自第VIB族。
沸石裂化基底在本领域中有时被称作分子筛并通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子，如钠、镁、钙、稀土金属等构成。它们的特征进一步在于具有4至14埃(10-10米)的相对均匀直径的晶体孔隙。优选使用具有3至12的相对较高硅铝摩尔比的沸石。自然界中发现的合适沸石包括，例如，丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石(ferrierite,)、环晶石(dachiardite)、菱沸石(chabazite)、毛沸石(erionite)和八面沸石。合适的合成沸石包括，例如，B、X、Y和L晶体类型，例如合成八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是具有8-12埃(10-10米)的晶体孔隙直径的那些，其中硅铝摩尔比为4至6。属于优选类别的沸石的一个实例是合成Y分子筛。
天然存在的沸石常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是先以钠形式制成。在任何情况下，为了用作裂化基底，大部分或所有原始沸石一价金属优选与多价金属和/或与铵盐离子交换，随后加热以分解与沸石结合的铵离子，在它们的位置留下氢离子和/或实际上已通过进一步除水而去阳离子的交换位点。这种性质的氢或“去阳离子的”Y沸石更特别描述在US 3,130,006中。
可以通过先与铵盐离子交换、随后与多价金属盐部分反交换并随后煅烧来制备混合多价金属-氢沸石。在一些情况中，如合成丝光沸石的情况中那样，可以通过碱金属沸石的直接酸处理制备氢形式。一方面，优选的裂化基底是基于初始离子交换容量计，缺少至少10％，优选至少20％金属阳离子的那些。另一方面，合意和稳定的沸石类型是其中由氢离子满足至少20％的离子交换容量的沸石。
在本发明的优选加氢裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属是第VIII族的那些，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除这些金属外，也可以与它们一起使用其它助催化剂，包括第VIB族金属，例如钼和钨。该催化剂中氢化金属的量可以在宽范围内变动。一般而言，可以使用0.05重量％至30重量％之间的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05至2重量％贵金属。
掺入氢化金属的方法是使基料与所需金属的合适化合物的水溶液接触，其中该金属以阳离子形式存在。在加入所选氢化金属后，然后将所得催化剂粉末过滤，干燥，如果需要，与加入的润滑剂、粘合剂等一起成丸，并在空气中在例如371℃(700°F)至648℃(1,200°F)的温度下煅烧以活化该催化剂和分解铵离子。或者，基底组分可以先成丸，随后加入氢化组分并通过煅烧活化。
前述催化剂可以以未稀释形式使用，或可以将粉状催化剂以5至90重量％的比例与其它相对较不活性的催化剂、稀释剂或粘合剂，如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活性粘土等混合并共成丸。这些稀释剂可以就这样使用，或它们可以含有次要比例的外加氢化金属，如第VIB族和/或第VIII族金属。在本发明的方法中还可以使用附加的金属助催化的加氢裂化催化剂，其包含例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐更充分描述在US 4,363,718中。
通过一种方法，加氢裂化条件可包括290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选343℃(650°F)至445℃(833°F)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4至小于2.5hr-1的液时空速(LHSV)和421(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气比率。如果需要温和加氢裂化，条件可包括315℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，5.5MPa(表压)(800psig)至13.8MPa(表压)(2000psig)或更通常6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.5hr-1至2hr-1，优选0.7hr-1至1.5hr-1的液时空速(LHSV)和421Nm3/m3油(2,500scf/bbl)至1,685Nm3/m3油(10,000scf/bbl)的氢气比率。
适用于本发明的加氢处理催化剂是任何已知的传统加氢处理催化剂并包括在高表面积载体材料，优选氧化铝上由至少一种第VIII族金属，优选铁、钴和镍，更优选钴和/或镍和至少一种第VI族金属，优选钼和钨构成的那些。其它合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂以及贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂。在本说明书的范围内可以在相同加氢处理反应器24中使用多于一种类型的加氢处理催化剂。第VIII族金属通常以2至20重量％，优选4至12重量％的量存在。第VI族金属通常以1至25重量％，优选2至25重量％的量存在。
优选的加氢处理反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度、2.1MPa(表压)(300psig)，优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)，合适地12.4MPa(表压)(1800psig)，优选6.9MPa(表压)(1000psig)的压力、0.1hr-1，合适地0.5hr-1，至4hr-1，优选1.5至3.5hr-1的新鲜烃质原料的液时空速和168Nm3/m3(1,000scf/bbl)至1,011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)，优选168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至674Nm3/m3油(4,000scf/bbl)的氢气比率，使用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。
加氢操作流出物离开加氢操作反应器24并在加氢操作流出线路26中传送。该加氢操作流出物包含将成为冷加氢操作流出物流和热加氢操作流出物流的材料。加氢操作单元可包含一个或多个用于将加氢操作流出物流分离成冷加氢操作流出物流和热加氢操作流出物流的分离器。
加氢操作流出线路26中的加氢操作流出物在一个方面中可以与线路20中的加氢操作进料流热交换以在进入热分离器30之前冷却。热分离器分离该加氢操作流出物以提供顶部线路32中的包含一部分冷加氢操作流出物流的气态烃质热分离器顶部料流和底部线路34中的包含一部分冷加氢操作流出物流和/或至少一部分热加氢操作流出物流的液态烃质热分离器底部料流。加氢操作段12中的热分离器30与加氢操作反应器24下游连通。热分离器30在177℃(350°F)至371℃(700°F)下运行，优选在232℃(450°F)至315℃(600°F)下运行。考虑到中间设备的压降，热分离器30可以在略低于加氢操作反应器24的压力下运行。热分离器可以在3.4MPa(表压)(493psig)至20.4MPa(表压)(2959psig)的压力下运行。液态烃质热分离器底部料流34的温度可以为热分离器30的运行温度。
顶部线路32中的气态烃质热分离器顶部料流在进入冷分离器36之前可以冷却。由于在加氢操作反应器24中发生的反应——其中从进料中除去氮、氯和硫，形成了氨和硫化氢。在特征温度下，氨和硫化氢合并形成硫氢化铵，且氨和氯合并形成氯化铵。各化合物具有特征升华温度，这会使该化合物涂覆设备，特别是热交换设备，以损害其性能。为防止硫氢化铵或氯化铵盐如此沉积在传送热分离器顶部料流的线路32中，可以在线路32中的温度高于任一化合物的特征升华温度的位置上游将合适量的洗涤水(未显示)引入线路32中。
冷分离器36用于将氢气与加氢操作流出物中的烃分离以在顶部线路38中再循环至加氢操作反应器24。可以在冷分离器36中分离气态烃质热分离器顶部料流以提供顶部线路38中的包含富氢气体的气态冷分离器顶部料流和底部线路40中的包含至少一部分冷加氢操作流出物流的液态冷分离器底部料流。冷分离器36因此与热分离器30的顶部线路32和加氢操作反应器24下游连通。冷分离器36可以在100°F(38℃)至150°F(66℃)，合适地115°F(46℃)至145°F(63℃)下和略低于加氢操作反应器24和热分离器30的压力(考虑到中间设备的压降以使氢气和轻质气体保持在顶部，并使通常液态烃保持在底部)下运行。冷分离器可以在3MPa(表压)(435psig)至20MPa(表压)(2,901psig)的压力下运行。冷分离器36还可具有用于收集线路42中的水相的储槽。液态冷分离器底部料流的温度可以为冷分离器36的运行温度。
热分离器底部线路34中的液态烃质料流可作为热加氢操作流出物流在产物回收单元14中分馏。一方面，可以将底部线路34中的液态烃质料流减压并在热闪蒸罐44中闪蒸以提供顶部线路46中的包含一部分冷加氢操作流出物流的轻馏分热闪蒸顶部料流和热闪蒸底部线路48中的包含至少一部分热加氢操作流出物流的重质液流。热闪蒸罐44可以是将液态加氢操作流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。热闪蒸罐44可以在与热分离器30相同的温度但在1.4MPa(表压)(200psig)至6.9MPa(表压)(1000psig)，合适地小于3.4MPa(表压)(500psig)的较低压力下运行。底部线路48中的重质液流可以在产物回收单元14中进一步分馏。一方面，底部线路48中的重质液流可以引入热汽提塔50并包含至少一部分，合适地所有，相对热的加氢操作流出物流。热汽提塔50经由热闪蒸底部线路48与热闪蒸罐44的底部下游连通。热闪蒸底部线路48中的热闪蒸底部料流的温度可以为热闪蒸罐44的运行温度。
一方面，冷分离器底部线路40中的液态加氢操作流出物流可作为冷加氢操作流出物流在产物回收单元14中分馏。再一方面，可以将冷分离器液态底部料流减压并在冷闪蒸罐52中闪蒸以分离底部线路40中的冷分离器液态底部料流。冷闪蒸罐52可以是将加氢操作流出物分离成蒸气和液体馏分的任何分离器。冷闪蒸罐可以与冷分离器36的底部线路40下游连通。冷汽提塔60可以与冷闪蒸罐52的底部线路56下游连通。
再一方面，顶部线路46中的气态热闪蒸顶部料流可作为冷加氢操作流出物流在产物回收单元14中分馏。再一方面，可以将热闪蒸顶部料流冷却并也在冷闪蒸罐52中分离。冷闪蒸罐52可以分离线路40中的冷分离器液态底部料流和顶部线路46中的热闪蒸气态顶部料流以提供顶部线路54中的冷闪蒸顶部料流和底部线路56中的包含至少一部分冷加氢操作流出物流的冷闪蒸底部料流。底部线路56中的冷闪蒸底部料流包含至少一部分，合适地所有，冷加氢操作流出物流。一方面，冷汽提塔60与冷闪蒸罐52和冷闪蒸底部线路56下游连通。冷闪蒸罐52可以与冷分离器50的底部线路40、热闪蒸罐44的顶部线路46和加氢操作反应器24下游连通。底部线路40中的冷分离器底部料流和顶部线路46中的热闪蒸顶部料流可以一起或分开进入冷闪蒸罐52。一方面，热闪蒸顶部线路46汇入冷分离器底部线路40并将热闪蒸顶部料流和冷分离器底部料流一起供入冷闪蒸罐52。冷闪蒸罐52可以在与冷分离器36相同的温度但通常在1.4MPa(表压)(200psig)至7.0MPa(表压)(1000psig)，优选不高于3.1MPa(表压)(450psig)的较低压力下运行。也可以将来自冷分离器的储槽的线路42中的水性料流送往冷闪蒸罐52。在线路62中从冷闪蒸罐52中的储槽中除去闪蒸水性料流。底部线路56中的冷闪蒸底部料流可具有与冷闪蒸罐52相同的运行温度。
顶部线路38中的含氢的气态冷分离器顶部料流富含氢气。顶部线路38中的冷分离器顶部料流可经过板式或填充洗涤塔64，在此其借助线路66中的洗涤液，如胺水溶液洗涤以除去硫化氢和氨。线路68中的废洗涤液可以再生并再循环回洗涤塔64。洗涤过的富氢料流经线路70离开洗涤塔并可以在再循环压缩机72中压缩以在线路74中提供再循环氢气流，其是压缩的气态加氢操作流出物流。再循环压缩机72可以与加氢操作反应器24下游连通。线路74中的再循环氢气流可以用补充氢气流18补充以提供氢气线路76中的氢气流。可以将线路74中的一部分材料送往加氢操作反应器24中的中间催化剂床出口以控制后续催化剂床(未显示)的入口温度。
产物回收段14可包括热汽提塔50、冷汽提塔60、轻分馏塔90和重分馏塔100。冷汽提塔60与加氢操作反应器24下游连通以汽提冷加氢操作流出物流，其是加氢操作流出线路26中的加氢操作流出物流的一部分，热汽提塔50与加氢操作反应器24下游连通以汽提热加氢操作流出物流，其也是加氢操作流出线路26中的加氢操作流出物流的一部分。一方面，冷加氢操作流出物流是底部线路56中的冷闪蒸底部料流，且热加氢操作流出物流是底部线路48中的热闪蒸底部料流，但可考虑这些料流的其它来源。例如，如果省略热闪蒸罐44和冷闪蒸罐，线路40中的冷分离器底部料流会是冷加氢操作流出物流，且线路48中的热分离器底部料流会是热加氢操作流出物流。热加氢操作流出物流比冷加氢操作流出物流热至少25℃，优选至少50℃。
可以将一方面可在冷闪蒸底部线路56中的冷加氢操作流出物流加热并在塔顶附近的入口56i供入冷汽提塔60。包含至少一部分液态加氢操作流出物的冷加氢操作流出物流可以在冷汽提塔60中用来自冷汽提介质线路78的冷汽提介质(其是惰性气体，如蒸汽)汽提以在顶部线路80中提供石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的冷蒸气流。至少一部分冷蒸气流可以在接收器82中冷凝和分离。来自接收器82的顶部线路84输送用于进一步处理的蒸气废气。来自接收器82底部的未稳定液体石脑油可以分成线路86中的回流部分(其回流到冷汽提塔60的顶部)和产物部分(其可以在产物线路88中输送以例如在脱丁烷塔或脱乙烷塔(未显示)中进一步分馏)。可以从顶部接收器82的储槽(未显示)中收集酸水料流。
冷汽提塔60可以在149℃(300°F)至288℃(550°F)，优选260℃(500°F)的底部温度和0.17MPa(表压)(25psig)，优选0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(290psig)的顶部压力下运行。顶部接收器82中的温度为38℃(100°F)至66℃(150°F)，压力与冷汽提塔60的顶部压力基本相同。
我们已经发现，底部线路92中的加氢裂化冷汽提料流主要包含石脑油和煤油沸程材料。因此，冷汽提底部线路92中的冷汽提料流可以用强度低于火焰加热器的工艺加热器加热并供入轻分馏塔90。在轻分馏塔90中，将冷汽提料流分馏以将石脑油与煤油分离。冷汽提料流92在冷分馏入口98i进入轻分馏塔。因此，轻分馏塔90与冷汽提塔60的冷汽提底部线路92和冷汽提塔60下游连通。冷汽提料流在混合线路98中进入轻分馏塔90之前可以与线路114中的热顶部料流混合。
可在热闪蒸底部线路48中的热加氢操作流出物流可以在其顶部附近供入热汽提塔50。包含至少一部分液态加氢操作流出物的热加氢操作流出物流可以在热汽提塔50中用来自线路94的热汽提介质(其是惰性气体，如蒸汽)汽提以在顶部线路96中提供石脑油、氢气、硫化氢、蒸汽和其它气体的热蒸气流。可以将顶部线路96冷凝，并将一部分回流至热汽提塔50。但是，在附图的实施方案中，来自热汽提塔50的顶部的顶部线路96中的热蒸气流在一个方面中直接在入口96i供入冷汽提塔60而不首先冷凝或回流。冷加氢操作流出物流的入口56i可高于顶部线路96的热蒸气流的入口96i。热汽提塔50可以在160℃(320°F)至360℃(680°F)的底部温度和0.17MPa(表压)(25psig)，优选0.5MPa(表压)(73psig)至2.0MPa(表压)(292psig)的顶部压力下运行。
在热汽提底部线路106中产生加氢操作过的热汽提料流。可以将热汽提底部线路106中的至少一部分热汽提底部料流供入重分馏塔100。因此，重分馏塔100与热汽提塔50的热汽提底部线路106和热汽提塔50下游连通。
与热汽提底部线路106下游连通的火焰加热器108可以将至少一部分热汽提料流在线路110中进入产物分馏塔100之前加热。线路92中的冷汽提料流可以在不需要在火焰加热器中加热的温度下供入轻分馏塔90。在来自冷汽提塔60的冷汽提底部线路92上没有火焰加热器。将冷汽提料流送往轻分馏塔90的冷汽提底部线路92和混合线路98可绕过所有火焰加热器。
一方面，热底部线路106中的热汽提底部料流可以在火焰加热器108上游在与热汽提塔50下游连通的分离器112中分离。来自分离器112的热顶部线路114中的气态热顶部料流可以与冷汽提线路92中的冷汽提料流一起或分开送入与来自分离器112的热顶部线路114下游连通的轻分馏塔90。热汽提底部线路116中的液态热汽提料流可以是供入与来自分离器112的热底部线路下游连通的重分馏塔100的热汽提料流的一部分。热汽提料流可以在火焰加热器108中加热成火焰加热热汽提料流后在火焰加热热汽提线路110中供入重分馏塔100。线路110中的火焰加热热汽提料流可以在入口110i引入重分馏塔100。
通过在轻分馏塔90中将大部分石脑油与煤油分馏，重分馏塔100可以在较低温度下和在较低真空或较高压力下将柴油与未转化油分离。因此，火焰加热热汽提线路110中的热汽提料流可以在低于385℃(725°F)，优选371℃(700°F)的温度下供入重分馏塔100。线路110中的热汽提料流在比线路92中的冷汽提料流和混合线路98中的轻分馏料流热的温度下。
轻分馏塔90可以与冷汽提塔60和热汽提塔50下游连通以将汽提料流分离成产物料流。轻分馏塔90可以用汽提介质，如来自线路118的蒸汽汽提线路92中的冷汽提料流以及线路106中的一部分热汽提料流(其可以是线路114中的气态热顶部料流)，以提供几个产物料流。一方面，来自线路92的冷汽提料流和线路114中的气态热顶部料流可以在混合线路98中合并并在入口98i进入轻分馏塔90。来自轻分馏塔90的产物料流可包括顶部线路120中的顶部轻石脑油料流、来自侧馏分出口的线路122中的热石脑油料流和在来自侧馏分出口的线路124中传送的煤油料流。可以在底部线路126中提供包含柴油和未转化油的重质料流。可以通过冷却线路122中的热石脑油和线路124中的煤油并将一部分各冷却料流送回该轻分馏塔而从轻分馏塔90中除去热。也可以汽提这些产物料流以除去轻质材料以达到产物纯度要求。可以将线路120中的顶部石脑油料流冷凝并在接收器128中分离，将一部分该液体回流回轻分馏塔90。线路130中的净轻质石脑油料流可以与线路88中的未稳定石脑油合并并在掺入汽油池之前进一步加工。也考虑分开加工线路88中的未稳定石脑油和线路130中的轻质石脑油。轻分馏塔90可以在177℃(350°F)，优选232℃(450°F)至315℃(600°F)，优选370℃(700°F)的底部温度和7kPa(表压)(1psig)至69kPa(表压)(10psig)的顶部压力下运行。可以将底部线路126中的一部分重质料流再沸并送回产物分馏塔90，以代替添加惰性料流，如蒸汽以向轻分馏塔60供热。来自该轻分馏塔的底部线路126中的重质料流主要包含柴油和未转化油。该未转化油的沸点高于柴油分馏点。
可以从顶部接收器128的储槽(未显示)中收集水流并再用作热分离器顶部线路32中的洗涤水以洗涤硫氢化铵或氯化铵盐。
我们已经发现，底部线路106和热汽提线路116中的加氢操作过的热汽提料流主要包含柴油和未转化油材料。因此，热汽提线路116中的热汽提料流可以在火焰加热器中加热并供入重分馏塔100。在重分馏塔100中，将该热汽提料流分馏以将柴油与未转化油分离。火焰加热热汽提料流在火焰加热热汽提线路110中在热汽提入口110i进入重分馏塔100。轻分馏底部线路126中的重质馏分主要包含柴油和未转化油，然后可以在线路110中的热汽提料流的热汽提入口110i的高度上方的入口126i供入重分馏塔。重分馏塔100因此与冷汽提塔60下游连通，但轻分馏塔90在重分馏塔100上游与冷汽提塔90下游连通。因此，轻分馏塔90与重分馏塔100上游连通。
重分馏塔100可以与热汽提塔50下游连通以将线路106、116和/或110中的热汽提料流分馏成产物料流。重分馏塔100也与冷汽提塔60下游连通以分馏线路126中的轻分馏底部料流(其可能包含线路92中的冷汽提料流的一部分)。因此，可以将所述轻分馏塔90的轻分馏底部线路126中的轻分馏底部料流供入重分馏塔100。因此，重分馏塔100与来自轻分馏塔90的底部线路126下游连通。来自线路138的惰性气体，如蒸汽可以向重分馏塔供热并从较重组分汽提较轻组分。重分馏塔100在来自侧馏分出口的线路144中产生柴油产物料流。重分馏塔运行以产生具有370℃至390℃的柴油TBP分馏点和不大于380℃，优选不大于360℃的T95的柴油料流。
可以在来自重分馏塔上半部的上部线路(其来自顶部线路150中的顶部出口和/或来自侧馏分出口的侧线142)中提供重上部料流(heavy upper stream)并在重返回线路152中在入口152i供入轻分馏塔90。与上部线路142,150下游连通的线路152中的重上部料流的入口152i可以在比线路92中的冷汽提料流的入口98i或从热顶部线路114到轻分馏塔90的热顶部料流的进料入口高的高度处。轻分馏塔90与来自重分馏塔100上半部的上部线路142,150下游连通。因此，轻分馏塔90也与热汽提塔50下游连通，但重分馏塔100或分离器112在轻分馏塔90上游与与热汽提塔50下游连通。
可以从重分馏塔100的底部回收重底部线路146中的未转化油料流。未转化油料流具有比柴油分馏点高的沸点并可再循环至加氢操作反应器24或送往第二加氢操作反应器(未显示)。另外，在未转化油料流在重底部线路146中送往进一步加氢操作之前，可以从重底部线路146中的未转化油料流中回收富集重质多核芳烃的重质多核芳烃料流。
重分馏塔100在顶部在低于大气压下运行。顶部线路150中的顶部料流可供入真空发生装置154。真空发生装置154可包括与惰性气体料流156，如蒸汽连通的喷射器，其在顶部线路150中的顶部料流上抽真空。来自真空发生装置154的线路158中的冷凝烃流可独自或与侧线142中的上部料流一起供给重返回料流152。也可以在线路160中从该真空发生装置中取出冷凝水性料流。可以在线路162中从该蒸气发生装置中取出烃质气流。
可以通过冷却线路142中的轻质料流和/或线路144中的柴油料流并将一部分各冷却料流送回该塔而从重分馏塔100中除去热。可以汽提线路144中的柴油料流以除去轻质材料以达到产物纯度要求。重分馏塔100可以在260℃(500°F)至370℃(700°F)，优选300℃(570°F)的底部温度和10kPa(绝对)(1.5psia)，优选20kPa(绝对)(3psia)至70kPa(表压)(10psig)的顶部压力下运行。可以将重底部线路146中的一部分未转化油再沸并送回重分馏塔100，以代替利用蒸汽汽提向重分馏塔100供热。
实施例
与直觉相反，使用两个产物分馏塔90、100代替单个产物分馏塔的本实施方案节省资本支出和运营支出。火焰加热器108仅加热来自热汽提塔50的底部液体并可能仅加热热汽提底部液体的液体部分，因此其需要的负荷和容量较低。轻分馏塔90由分馏段14中可得的料流加热。由于重分馏塔100在真空下运行，热汽提料流110的火焰加热器出口温度低于常压分馏塔将柴油与未转化油充分分离所需的温度。因此，火焰加热器负荷令人惊讶地比使用单个产物分馏塔的设计低大于50％。此外，已经确定，用电量降低超过15％，且低压蒸汽消耗量降低超过60％，尽管中压蒸汽消耗量提高23％且冷却水是使用单个产物分馏塔的设计的3.2倍。使用两个产物分馏塔90、100的本发明的资本成本令人惊讶地比使用单个产物分馏塔的设计低15％以上。
具体实施方案
尽管联系具体实施方案描述下列内容，但要理解的是，此描述意在举例说明而非限制上文的描述和所附权利要求书的范围。
本发明的第一实施方案是一种加氢操作方法，其包括在加氢操作反应器中加氢操作烃进料以提供加氢操作流出物流；在热汽提塔中汽提热加氢操作流出物流以提供热汽提料流；在冷汽提塔中汽提冷加氢操作流出物流以提供冷汽提料流；在轻分馏塔中分馏所述冷汽提料流；和在重分馏塔中分馏所述热汽提料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括将所述加氢操作流出物流分离成冷加氢操作流出物流和热加氢操作流出物流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括在热分离器中分离所述加氢操作流出物流以提供包含至少一部分所述冷加氢操作流出物流的热分离器顶部料流和包含至少一部分所述热加氢操作流出物流的热分离器底部料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括在冷分离器中分离所述热分离器顶部料流以提供冷分离器顶部料流和包含至少一部分所述冷加氢操作流出物流的冷分离器底部料流，和在热闪蒸罐中分离所述热分离器底部料流以提供包含至少一部分所述冷加氢操作流出物流的热闪蒸顶部料流和包含所述热加氢操作流出物流的热闪蒸底部料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括在冷闪蒸罐中分离所述冷分离器底部料流以提供冷闪蒸顶部料流和冷闪蒸底部料流，所述冷闪蒸底部料流包含所述冷加氢操作流出物流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括在冷闪蒸罐中分离所述热闪蒸顶部料流以提供冷闪蒸顶部料流和冷闪蒸底部料流，所述冷闪蒸底部料流包含所述冷加氢操作流出物流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括将轻分馏塔的底部料流供入重分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括将热汽提塔的顶部料流供入冷汽提塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括分离来自热汽提塔的热汽提底部料流以提供热顶部料流和热汽提料流，并将所述热顶部料流供入轻分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括将重分馏塔的上部料流供入轻分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括将重分馏塔的上部料流在所述热顶部料流的进料入口上方的入口供入轻分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括从轻分馏塔中回收石脑油料流和煤油料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括从在370℃至390℃的柴油TBP分馏点下运行的重分馏塔中回收柴油料流和未转化油料流，所述柴油料流具有不大于360℃的T95。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述重分馏塔在低于大气压下运行。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第一实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述热汽提料流在低于371℃的温度下供入重分馏塔。
本发明的第二实施方案是一种加氢操作方法，其包括在加氢操作反应器中加氢操作烃进料以提供加氢操作流出物流；在热汽提塔中汽提热加氢操作流出物流以提供热汽提料流；在冷汽提塔中汽提冷加氢操作流出物流以提供冷汽提料流；在轻分馏塔中分馏所述冷汽提料流；在重分馏塔中分馏所述热汽提料流；和将重分馏塔的顶部料流供入轻分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括分离来自所述热汽提塔的热汽提底部料流以提供热顶部料流和热汽提料流，并将所述热顶部料流供入轻分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第二实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括将重分馏塔的顶部料流在所述热顶部料流的进料入口上方的入口供入轻分馏塔。
本发明的第三实施方案是一种加氢操作方法，其包括在加氢操作反应器中加氢操作烃进料以提供加氢操作流出物流；在热汽提塔中汽提热加氢操作流出物流以提供热汽提料流；在冷汽提塔中汽提冷加氢操作流出物流以提供冷汽提料流；在轻分馏塔中分馏所述冷汽提料流以提供石脑油料流和煤油料流；和在重分馏塔中分馏所述热汽提料流以提供柴油料流和未转化油料流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第三实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括从在370℃至390℃的柴油TBP分馏点下运行的重分馏塔中回收柴油料流和未转化油料流，所述柴油料流具有不大于360℃的T95。
本发明的第四实施方案是一种加氢操作装置，其包含加氢操作反应器；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提冷加氢操作流出物流的冷汽提塔；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提热加氢操作流出物流的热汽提塔；与所述冷汽提塔连通的轻分馏塔；和与所述热汽提塔连通的重分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述重分馏塔也与所述冷汽提塔连通，但所述轻分馏塔在所述重分馏塔上游与所述冷汽提塔连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述轻分馏塔与来自所述重分馏塔的上部线路连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中与来自所述重分馏塔的上部线路下游连通的轻分馏塔入口可以在比来自所述冷汽提塔的冷汽提线路进入所述轻分馏塔的入口高的高度处。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述轻分馏塔也与所述热汽提塔连通，但所述重分馏塔在所述轻分馏塔上游与所述热汽提塔连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述重分馏塔与来自所述轻分馏塔的底部线路连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括与所述热汽提塔连通的分离器；与来自所述分离器的热顶部线路连通的轻分馏塔和与来自所述分离器的热底部线路连通的重分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括在所述热底部线路上但不在来自所述冷汽提塔的冷汽提线路上的火焰加热器。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括一个或多个与所述加氢操作反应器连通的分离器以将来自所述加氢操作反应器的加氢操作流出物流分离成冷加氢操作流出物流和热加氢操作流出物流。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括与所述加氢操作反应器连通的热分离器和与所述热分离器连通的热汽提塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括与所述热分离器的顶部线路连通的冷分离器冷汽提塔与所述冷分离器连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括与所述冷分离器的底部线路连通的冷闪蒸罐，所述冷汽提塔与所述冷闪蒸罐的底部连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括与所述热分离器的底部线路连通的热闪蒸罐，所述热汽提塔与所述热闪蒸罐的底部线路连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第四实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括与所述热闪蒸罐的顶部线路连通的冷闪蒸罐，所述冷汽提塔与所述冷闪蒸罐的底部连通。
本发明的第五实施方案是一种加氢操作装置，其包含加氢操作反应器；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提冷加氢操作流出物流的冷汽提塔；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提热加氢操作流出物流的热汽提塔；与所述冷汽提塔连通的轻分馏塔；与所述热汽提塔连通的重分馏塔；和与来自所述重分馏塔的上部线路连通的轻分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第五实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中与来自所述重分馏塔的上部线路下游连通的轻分馏塔入口可以在比来自所述冷汽提塔的冷汽提线路进入所述轻分馏塔的入口高的高度处。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第五实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述重分馏塔与来自所述轻分馏塔的底部线路连通。
本发明的第六实施方案是一种加氢操作装置，其包含加氢操作反应器；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提冷加氢操作流出物流的冷汽提塔；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提热加氢操作流出物流的热汽提塔；与所述冷汽提塔连通的轻分馏塔；与所述热汽提塔连通的重分馏塔；和与所述热汽提塔连通的分离器；与来自所述分离器的热顶部线路连通的轻分馏塔和与来自所述分离器的热底部线路连通的重分馏塔。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第六实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述轻分馏塔与来自所述重分馏塔的上部线路连通。本发明的一个实施方案是直至这一段中的第六实施方案的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包括在所述热底部线路上但不在来自所述冷汽提塔的冷汽提线路上的火焰加热器。
无需进一步详述，相信利用上文的描述，本领域技术人员可以最大限度地利用本发明并容易确定本发明的基本特征，在不背离其精神和范围的情况下，作出本发明的各种变动和修改并使其适应各种用途和条件。因此，上述优选的具体实施方案应被解释为仅示例性的而非以任何方式限制本公开的其余部分，并意在涵盖所附权利要求书的范围内所含的各种修改和等效布置。
除非另行指明，在上文中，所有温度以摄氏度阐述，且所有份数和百分比按重量计。

Claims (10)

1.一种加氢操作方法，其包括：
在加氢操作反应器中加氢操作烃进料以提供加氢操作流出物流；
在热汽提塔中汽提热加氢操作流出物流以提供热汽提料流；
在冷汽提塔中汽提冷加氢操作流出物流以提供冷汽提料流；
在轻分馏塔中分馏所述冷汽提料流；和
在重分馏塔中分馏所述热汽提料流。
2.权利要求1的加氢操作方法，其进一步包括将所述加氢操作流出物流分离成所述冷加氢操作流出物流和所述热加氢操作流出物流。
3.权利要求2的加氢操作方法，其进一步包括在热分离器中分离所述加氢操作流出物流以提供包含至少一部分所述冷加氢操作流出物流的热分离器顶部料流和包含至少一部分所述热加氢操作流出物流的热分离器底部料流。
4.权利要求3的加氢操作方法，其进一步包括在冷分离器中分离所述热分离器顶部料流以提供冷分离器顶部料流和包含至少一部分所述冷加氢操作流出物流的冷分离器底部料流，和在热闪蒸罐中分离所述热分离器底部料流以提供包含至少一部分所述冷加氢操作流出物流的热闪蒸顶部料流和包含所述热加氢操作流出物流的热闪蒸底部料流。
5.权利要求4的加氢操作方法，其进一步包括在冷闪蒸罐中分离所述冷分离器底部料流以提供冷闪蒸顶部料流和冷闪蒸底部料流，所述冷闪蒸底部料流包含所述冷加氢操作流出物流。
6.一种加氢操作装置，其包含：
加氢操作反应器；
与所述加氢操作反应器连通的用于汽提冷加氢操作流出物流的冷汽提塔；与所述加氢操作反应器连通的用于汽提热加氢操作流出物流的热汽提塔；与所述冷汽提塔连通的轻分馏塔；和
与所述热汽提塔连通的重分馏塔。
7.权利要求6的加氢操作装置，其中所述重分馏塔也与所述冷汽提塔连通，但所述轻分馏塔在所述重分馏塔上游与所述冷汽提塔连通。
8.权利要求7的加氢操作装置，其中所述轻分馏塔与来自所述重分馏塔的上部线路连通。
9.权利要求8的加氢操作装置，其中与来自所述重分馏塔的所述上部线路下游连通的所述轻分馏塔的入口可以在比来自所述冷汽提塔的冷汽提线路进入所述轻分馏塔的入口高的高度处。
10.权利要求6的加氢操作装置，其中所述轻分馏塔也与所述热汽提塔连通，但所述重分馏塔在所述轻分馏塔上游与所述热汽提塔连通。
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Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108219836A (zh) * 2016-12-22 2018-06-29 阿克森斯公司 减少多核芳族化合物的加氢裂化方法和装置
CN112236503A (zh) * 2018-06-26 2021-01-15 环球油品有限责任公司 用具有三种产物的轻分馏塔进行氢化裂解的方法和设备
CN112236504A (zh) * 2018-06-26 2021-01-15 环球油品有限责任公司 利用集成式双汽提塔氢化裂解的方法
CN112262203A (zh) * 2018-06-26 2021-01-22 环球油品有限责任公司 用于用预分馏器氢化裂解汽提料流的方法和设备
CN112262202A (zh) * 2018-06-26 2021-01-22 环球油品有限责任公司 用重质分馏塔氢化裂解的方法和设备

Families Citing this family (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR3046176A1 (fr) * 2015-12-23 2017-06-30 Axens Procede d'hydrotraitement ou d'hydroconversion avec striper et ballon separateur basse pression sur la section de fractionnement
AU2022345780A1 (en) * 2021-09-16 2024-03-07 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for producing kerosene and diesel from renewable sources
AU2022346777A1 (en) * 2021-09-16 2024-02-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for producing kerosene from renewable sources
CA3230142A1 (en) * 2021-09-16 2023-03-23 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process for producing kerosene and diesel from renewable sources
CN115537231B (zh) * 2022-10-18 2024-02-09 浙江石油化工有限公司 一种改变物料流向而实现减油增化的方法

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20130043162A1 (en) * 2011-08-19 2013-02-21 Uop Llc Process for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers and common overhead recovery

Family Cites Families (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4191640A (en) * 1978-06-26 1980-03-04 Texaco Inc. Dual pressure fractionation of hydrocarbons
US4936888A (en) 1989-12-21 1990-06-26 Phillips Petroleum Company Nitrogen rejection unit
US5342509A (en) 1992-09-24 1994-08-30 Exxon Chemical Patents Inc. Fouling reducing dual pressure fractional distillator
US5453177A (en) * 1994-01-27 1995-09-26 The M. W. Kellogg Company Integrated distillate recovery process
US6444116B1 (en) * 2000-10-10 2002-09-03 Intevep, S.A. Process scheme for sequentially hydrotreating-hydrocracking diesel and vacuum gas oil
CN100348286C (zh) 2005-02-08 2007-11-14 华南理工大学 双塔气体分馏装置及分馏方法
US20070185359A1 (en) 2006-02-06 2007-08-09 Exxonmobil Research And Engineering Company Gasoline production by olefin polymerization
US8202480B2 (en) * 2009-06-25 2012-06-19 Uop Llc Apparatus for separating pitch from slurry hydrocracked vacuum gas oil
US8999144B2 (en) * 2011-05-17 2015-04-07 Uop Llc Process for hydroprocessing hydrocarbons
CN103059963B (zh) 2011-10-21 2014-12-31 中国石油化工股份有限公司 一种生产清洁汽油的方法
CN202465600U (zh) 2012-03-01 2012-10-03 罗逸之 一种炼制汽柴油系统
US9074145B2 (en) * 2012-07-26 2015-07-07 Uop Llc Dual stripper column apparatus and methods of operation
US9127209B2 (en) * 2013-03-15 2015-09-08 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with stripper columns
US9150797B2 (en) * 2013-03-15 2015-10-06 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with single product fractionation column

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20130043162A1 (en) * 2011-08-19 2013-02-21 Uop Llc Process for recovering hydroprocessed hydrocarbons with two strippers and common overhead recovery

Cited By (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108219836A (zh) * 2016-12-22 2018-06-29 阿克森斯公司 减少多核芳族化合物的加氢裂化方法和装置
CN112236503A (zh) * 2018-06-26 2021-01-15 环球油品有限责任公司 用具有三种产物的轻分馏塔进行氢化裂解的方法和设备
CN112236504A (zh) * 2018-06-26 2021-01-15 环球油品有限责任公司 利用集成式双汽提塔氢化裂解的方法
CN112262203A (zh) * 2018-06-26 2021-01-22 环球油品有限责任公司 用于用预分馏器氢化裂解汽提料流的方法和设备
CN112262202A (zh) * 2018-06-26 2021-01-22 环球油品有限责任公司 用重质分馏塔氢化裂解的方法和设备
CN112262202B (zh) * 2018-06-26 2023-04-28 环球油品有限责任公司 用重质分馏塔氢化裂解的方法和设备
CN112236504B (zh) * 2018-06-26 2023-08-15 环球油品有限责任公司 利用集成式双汽提塔氢化裂解的方法

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